化工原理试题及答案53137.doc

年前，他们两个结婚的时候，我就很想对他们说这么番话了，看到他们幸福的样子，忍住了。还有个笑话，说的是穷人和富人酿酒的事情。他们2个商量酿酒，穷人说我出水，你出米。富人一口答应。等酒酿好了后，商量怎样分的时候，穷人又说：这样吧，先前我出的是水，所以现在水还是归我，而米也仍然是你的，我们谁也没占谁的便宜说这个笑话的人说，这穷人就好比是20左右的小伙子，要什么没什么。而富人代表的是20左右的小姑娘，只要她愿意，她要什么就有什么。结果一心一意的跟着小伙子熬啊熬，熬了N年后，陪着一起奋斗拼搏到了30好几，终于事业小成，家庭安逸。这个时候的男人，要什么有什么，可女孩子，却已经错过生命中最好的年华，将所有一切奉献给了爱人，孩子，家庭容貌已经残损，小腰已经水桶，类似从泰国香米变成酒糟的处境了。看了，心有戚戚。现在的小姑娘是怎样，我不知道，我只知道我那年代的小姑娘，爱他，就是爱他，和金钱无关，和地位无关。前仆后继的，犹如飞蛾扑火的轰轰烈烈的爱着。还有很多如我一样单纯且执着过的一厢情愿的认为：我要陪着他从无到有，白手起家，哪怕失去了全世界都没关系，最起码，我们还拥有彼此的爱。所以，我们可以一碗砂钵饭2个人吃，如果月底，口袋里面穷得只剩下一块钱，他总是会买一包最便宜的华丰方便面，同时，还不忘给买个五毛钱的鸡蛋，因为鸡蛋我吃，他只吃面。 二 2 一卧式列管冷凝器，钢质换热管长为3m,直径为f252mm。水以0.7m/s的流速在管内流过，并从17被加热到37。流量为1。25kg/s、温度为72烃的饱和蒸气在管外冷凝成同温度的液体。烃蒸气的冷凝潜热为315kJ/kg。已测得:蒸气冷凝传热系数a0=800W/（m2），管内侧热阻为外侧的40%，污垢热阻又为管内侧热阻的70,试核算：(1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准）；(2)换热管的总根数；（3）换热器的管程数。计算时可忽略管壁热阻及热损失，水的比热为4。18kJ/（kg）解： （1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准），S1；由题意知，水以0。7m/s的流速在管内流过，欲求S1，需先知道每程的管子数,每程的管子数等于所需冷却水的总流量与单管内水的流量之比. 两流体交换的热量为: 又 ， ，则 单管内水的流量为：每程所需管子数为:取每程管子数为20， 则每程所能提供的传热外表面积为: (2) 换热管的总根数；由所需的总传热面积可求取换热管的总根数。 由题给数据， 则任务所需的传热外表面积为： 换热管总根数为： 取 (2) 换热器的管程数。由题意管程数为: 3 在一单程逆流列管换热器中用水冷却空气,两流体的进口温度分别为20和110。在换热器使用的初期,冷却水及空气的出口温度分别为45和40，使用一年后,由于污垢热阻的影响,在冷热流体的流量和进口温度不变的情况下,冷却水出口温度降至38,试求：（1）空气出口温度为多少？（2)总传热系数为原来的多少倍？（3）若使冷却水加大一倍，空气流量及两流体进口温度不变，冷热流体的出口温度各为多少？（a水a空气）（4）冷却水流量加大后,换热器的传热速率有何变化？变为多少？解: 使用初期 使用一年后 110 40 110 45 20 38 20(1)空气出口温度题意可得：使用初期 (1） 使用一年后 （2）两式相比(2）/(1），得 则：=59.6(2）总传热系数 方程（2)式/（1)式，得： 故 (3）冷热流体的出口温度一年后 （3) （4）方程（4)式/（3），得： 整理前半式的方程 （5）又因 ,， 故 由等比定理 则 整理得， （6)联立（5）和（6），可得： ， （4）冷却水流量加大后,换热器的传热速率有何变化？变为多少？ 则 5有一换热器,管内通90的热流体，膜系数为1100，管外有某种液体沸腾，沸点为50,膜系数为5800。试求以下两种情况下的壁温：(1)管壁清洁无垢 ;（2）外侧有污垢产生，污垢热阻为0。005解：忽略管壁热阻，并假设壁温为（1） 当壁很薄时，根据壁两侧的对流传热方程式可得: 则 （2） 同理 则 由此可知，壁温总是比较接近热阻小的那一侧流体的温度。6 流量为2000kg/h的某气体在列管式换热器的管程流过，温度由150降至80；壳程冷却用水，进口温度为15,出口温度为65，与气体作逆流流动，两者均处于湍流。已知气体侧的对流传热膜系数远小于冷却水侧的对流传热膜系数，管壁热阻、污垢热阻和热损失均可忽略不计,气体平均比热为1。02kJ/kg，水的比热为4。17kJ/kg,不计温度变化对比热的影响,试求：（1）冷却水用量；（2）如冷却水进口温度上升为20，仍用原设备达到相同的气体冷却程度,此时对数平均温差为多少？(3）此时的出口水温将为多少？(4）此时的冷却水用量为多少？解：（1）冷却水用量； （2)如冷却水进口温度上升为20，仍用原设备达到相同的气体冷却程度,此时对数平均温差为多少？ 原情况 (1） 新情况 （2）因 ， ， 换热器与气体的情况未变， 则 , 故 则 , （2， 则用算术平均值合适)对新情况下的热量进行衡算，故 7在套管换热器中用120的饱和蒸汽于环隙间冷凝以加热管内湍流的苯。苯的流量为4000kg/h，比热容为1。9kJ/(kg）,温度从30升至60。蒸汽冷凝传热系数为1104W/(m2）,换热管内侧污垢热阻为4104m2/W,忽略管壁热阻、换热管外侧污垢热阻及热损失。换热管为f542mm的钢管，有效长度为12m。试求：（1）饱和蒸汽流量（其冷凝潜热为2204kJ/kg）；（2)管内苯的对流传热系数ai；（3）当苯的流量增加50%、但其他条件维持不变时，苯的出口温度为若干？(4)若想维持苯的出口温度仍为60应采取哪些措施？作出定量计算。解:（1）饱和蒸汽流量； (2）管内苯的对流传热系数ai； 整理得 （1） （2） （3）苯的流量增加50%，苯的出口温度为若干 将其代入（2）式得 代入（1)式得 解得 （4）若想维持苯的出口温度仍为60应采取哪些措施？作出定量计算。（a） 将管子加长， 由（1）式得 （b） 提高加热蒸气压强(温度） 解得 8 一废热锅炉,由f252锅炉钢管组成，管外为水沸腾，温度为227，管内走合成转化气，温度由575下降到472.已知转化气一侧ai=300W/m2K,水侧ao=10000W/m2K，钢的导热系数为45W/mK,若忽略污垢热阻，试求：（1）以内壁面为基准的总传热系数Ki;(2)单位面积上的热负荷q（W/m2）;（3)管内壁温度TW及管外壁温度Ti；(4)试以计算结果说明为什么废热锅炉中转化气温度高达500左右仍可使用钢管做换热管。解：（1）Ki 所以 （2）q （3）管内壁温度TW 及 管外壁温度Ti 因为 由上述方程可解出 , （4）由计算结果可知，钢管的内外壁温度接近水侧沸腾的温度，即接近于热阻小的一侧流体的温度.尽管废热锅炉中转化气温度高达500左右，而钢管的温度小于238,故仍可在此高温下使用钢管做换热管。 10 现有一逆流冷却器，用冷水冷却油，使油温从420K降到370K，水进口温度为285K，出口温度为310K。设油和水的流率、进口温度保持不变,将冷却器长度增加一倍（其它尺寸不变），求油及水的出口温度。解： 420K 370K 310K 285K对体系进行热量恒算， 所以， （1) （2）冷却器长度增加一倍后， 420K T2 t2 285K假设： 则 所以, （3） （4）（1）=(3） 1.95= （5）(2）=（4） 3。9= (6）解(5）和(6）方程，得： T2 =341.74K t2 =324.13K 2， 则用算术平均值合适。. 13热气体在套管换热器中用冷水冷却，内管为钢管,导热系数。冷水在管内湍流流动，给热系数，热气在环隙中湍流流动，给热系数.不计垢层热阻，试求：（1） 管壁热阻占总热阻的百分数;（2） 内管中冷水流速提高一倍，总传热系数有何变化?（3） 内隙中热气体流速提高一倍，总传热系数有何变化？解: （1） = =总热阻 W管壁热阻 =管壁热阻分率为（2）增加(3) 增加 由上可知，管壁热阻往往占分率很小，可忽略；提高K值，强化传热，应在小处着手。 三三、计算1 某填料塔用水吸收混合气中丙酮蒸汽。混合气流速为V=16kol/，操作压力P=101。3kPa。已知容积传质系数，相平衡关系为（式中气相分压的单位是kPa，平衡浓度单位是）。求:（1）容积总传质系数及传质单元高度;(2）液相阻力占总传质阻力的百分数。解： (1）由亨利定律 =（1） 液相阻力占总阻力的百分数为: 2 低含量气体逆流吸收，试证： 式中为塔底的吸收推动力；为塔顶的吸收推动力.证明：由物料衡算得： 低浓度吸收 得 3 某填料吸收塔用含溶质的溶剂逆流吸收混合气中的可溶组分，采用液气比L/V=3,气体入口质量分数回收率可达。已知物系的平衡关系为y=2x。今因解吸不良使吸收剂入口摩尔分数升至,试求：（1） 可溶组分的回收率下降至多少？（2） 液相出塔摩尔分数升高至多少？解: （1） = 当上升时,由于不变，不变 也不变，即（3） 物料衡算 =4 有一填料吸收塔，在28及101.3kPa，用清水吸收200m3/h氨-空气混合气中的氨，使其含量由5降低到0.04%（均为摩尔%）。填料塔直径为0。8m,填料层体积为3 m3，平衡关系为Y=1。4X，已知Kya=38.5kmol/h。问（1)出塔氨水浓度为出口最大浓度的80时,该塔能否使用?（2）若在上述操作条件下，将吸收剂用量增大10，该塔能否使用?(注:在此条件下不会发生液泛）解：（1） 惰性气体流量 该塔现有填料层高度 因为 所以该塔不适合.(2）吸收剂用量增大10时 因为 所以该塔适合。5 一填料塔用清水逆流吸收混合气中的有害组分A。已知操作条件下气相总传质单元高度为1。5m,进塔混合气组成为0.04（A的摩尔分率，下同)，出塔尾气组成为0。0053，出塔水溶液浓度为0.0128，操作条件下平衡关系为Y=2.5X。试求：（1）液气比为最小液气比的多少倍？(2）所需填料层高度？(3)若气液流量和初始组成不变，要求尾气浓度降至0.0033,求此时填料层高度为若干米？解：（1）液气比为最小液气比的多少倍？ 则 （2）所需填料层高度? 故 （3） 此条件下的填料层高度. 7某逆流操作的吸收塔，用清水洗去气体中的有害组分。已知该塔填料层总高度为9m，平衡关系Y=1。4X，测得气体进、出口浓度Y1=0。03，Y2=0。002，液体出口浓度X1=0。015（均为摩尔比）.试求：（1）操作液气比L/V；（2)气相总传质单元高度HOG,(3）如果限定气体出口浓度Y2=0.0015,为此拟增加填料层高度,在保持液气比不变的条件下应增加多少？解：（1）操作液气比L/V; （2）气相总传质单元高度HOG， 因 故 (3）？ 由题意知 =0.0015 其它条件不变，则 不变新情况下的传质单元数为： 故 8某厂吸收塔填料层高度为4m，用水吸收尾气中的有害组分A，已知平衡关系为Y=1。5X，塔顶X2=0,Y2=0.004，塔底X1=0.008，Y1=0.02，求：（1） 气相总传质单元高度；（2） 操作液气比为最小液气比的多少倍;（3） 由于法定排放浓度Y2必须小于0.002，所以拟将填料层加高，若液气流量不变，传质单元高度的变化亦可忽略不计，问填料层应加高多少?解:（1）气相总传质单元高度 （2)操作液气比为最小液气比的多少倍因为X2=0,故 则 （3）？ 则 所以 所以 四HH1H2 4 如图所示，用泵将水从贮槽送至敞口高位槽，两槽液面均恒定不变,输送管路尺寸为f833.5mm，泵的进出口管道上分别安装有真空表和压力表，真空表安装位置离贮槽的水面高度H1为4.8m，压力表安装位置离贮槽的水面高度H2为5m.当输水量为36m3/h时,进水管道全部阻力损失为1。96J/kg，出水管道全部阻力损失为4.9J/kg，压力表读数为2。452105Pa，泵的效率为70%，水的密度r为1000kg/m3，试求：（1）两槽液面的高度差H为多少?（2）泵所需的实际功率为多少kW？（3)真空表的读数为多少kgf/cm2？解：（1)两槽液面的高度差H 在压力表所在截面22与高位槽液面33间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，得: 其中， , u3=0， p3=0, p2=2.452105Pa, H2=5m, u2=Vs/A=2.205m/s代入上式得： （2）泵所需的实际功率在贮槽液面00与高位槽液面3-3间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，有： 其中, ， u2= u3=0， p2= p3=0， H0=0， H=29.4m代入方程求得： We=298.64J/kg, 故 ， =70%， (3）真空表的读数在贮槽液面0-0与真空表截面11间列柏努利方程，有： 其中， ， H0=0， u0=0， p0=0, H1=4.8m， u1=2.205m/s代入上式得， 5 两敞口贮槽的底部在同一水平面上,其间由一内径75mm长200m的水平管和局部阻力系数为0。17的全开闸阀彼此相连，一贮槽直径为7m,盛水深7m，另一贮槽直径为5m，盛水深3m，若将闸阀全开，问大罐内水平将到6m时，需多长时间？设管道的流体摩擦系数。解：在任一时间t内，大罐水深为H，小罐水深为h 大罐截面积=， 小罐截面积=, 当大罐水面下降到H时所排出的体积为： ， 这时小罐水面上升高度为x；所以 而 在大贮槽液面11与小贮槽液面2-2间列柏努利方程，并以底面为基准水平面，有： 其中 大气压， u为管中流速, , 代入方程得： 若在dt时间内水面从H下降H-dH,这时体积将变化为38.465dH,则： 故 16m3m6 用泵将20水从敞口贮槽送至表压为1。5105Pa的密闭容器，两槽液面均恒定不变，各部分相对位置如图所示。输送管路尺寸为f1084mm的无缝钢管，吸入管长为20m，排出管长为100m（各段管长均包括所有局部阻力的当量长度)。当阀门为3/4开度时，真空表读数为42700Pa，两测压口的垂直距离为0.5m,忽略两测压口之间的阻力，摩擦系数可取为0。02。试求：（1）阀门3/4开度时管路的流量（m3/h)；（2）压强表读数(Pa）；（3)泵的压头（m）;（4)若泵的轴功率为10kW，求泵的效率；(5）若离心泵运行一年后发现有气缚现象，试分析其原因。解：(1）阀门3/4开度时管路的流量(m3/h)；在贮槽液面00与真空表所在截面11间列柏努利方程。以0-0截面为基准水平面，有： 其中, ， z0=0, u0=0, p0=0（表压）, z1=3m， p1=42700Pa(表压)代入上式,得: u1=2。3m/s， Q=(2)压强表读数（Pa）；在压力表所在截面2-2与容器液面3-3间列柏努利方程.仍以00截面为基准水平面,有： 解得， p2=3.23105Pa（表压）（3）泵的压头（m)；在真空表与压力表所在截面间列柏努利方程,可得，（4） 泵的有效功率 （5） 若离心泵运行一年后发现有气缚现象,原因是进口管有泄露。H=20mH1=2m7 如图所示输水系统，已知管路总长度(包括所有当量长度，下同)为100m，压力表之后管路长度为80m，管路摩擦系数为0。03，管路内径为0.05m，水的密度为1000kg/m3，泵的效率为0.8，输水量为15m3/h.求：（1)整个管路的阻力损失，J/kg;（2）泵轴功率,kw；（3）压力表的读数，Pa.解:（1）整个管路的阻力损失，J/kg；由题意知,则 （2）泵轴功率，kw；在贮槽液面00与高位槽液面11间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，有: 其中， ， u0= u1=0， p1= p0=0(表压）, H0=0， H=20m代入方程得: 又 故 ， =80, B R A H R R t s 五 2用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h，易挥发组分xF=0.5，泡点进料，得塔顶产品xD=0.9,塔底釜液xW=0。05（皆摩尔分率）,操作回流比R=1.61，该物系平均相对挥发度=2。25，塔顶为全凝器，求:(1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h）;(2) 第一块塔板下降的液体组成x1为多少；(3) 写出提馏段操作线数值方程；(4) 最小回流比。解:（1）塔顶和塔底的产品量(kmol/h）； F=D+W=100 （1） (2)上述两式联立求解得 W=47。06kmol/h D=52.94kmol/h(2）第一块塔板下降的液体组成x1为多少； 因塔顶为全凝器， （3）写出提馏段操作线数值方程； 则 （4)最小回流比.泡点进料,q=1, 3一精馏塔，原料液组成为0。5（摩尔分率），饱和蒸气进料，原料处理量为100kmol/h，塔顶、塔底产品量各为50kmol/h .已知精馏段操作线程为y=0。833x+0.15，塔釜用间接蒸气加热,塔顶全凝器，泡点回流。试求： （1） 塔顶、塔底产品组成；（2） 全凝器中每小时冷凝蒸气量；（3） 蒸馏釜中每小时产生蒸气量（4） 若全塔平均=3。0,塔顶第一块塔板默弗里效率Eml=0。6，求离开塔顶第二块塔板的气相组成.解：（1）塔顶、塔底产品组成； 因 , R=5 又 ， 由物料衡算 得 （2）全凝器中每小时冷凝蒸气量； V=（R+1）D=300kmol/h(3）蒸馏釜中每小时产生蒸气量； q=0，V=V - F=300 100=200kmol/h（4）求离开塔顶第二块塔板的气相组成。 , 故 4在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸汽加热，平均相对挥发度为2。47,饱和蒸汽进料.已知进料量为150kmol/h，进料组成为0。4（摩尔分率）,回流比为4，塔顶馏出液中苯的回收率为0。97，塔釜采出液中甲苯的回收率为0.95。试求：（1)塔顶馏出液及塔釜采出液组成；（2）精馏段操作线方程；（3)提馏段操作线方程；（4）回流比与最小回流比的比值；(5)若全回流操作时，塔顶第一块塔板的气相默弗里板效率为0。6，全凝器液相组成为0。98，求由塔顶第二块板上升的气相组成。 解：（1）塔顶馏出液及塔釜采出液组成； 由 （a） （b) F=D+W+150 （c) （d）联立（a）、（b）、（c）和(d)求解得： W=87。3kmol/h， D=62。7kmol/h xW=0.0206, xD=0.928（2）精馏段操作线方程； (3）提馏段操作线方程； 饱和蒸气进料,故 q=0 , 则 (4）回流比与最小回流比的比值; q=0, 由 得 ， （5）求由塔顶第二块板上升的气相组成。 , 而 全回流时， ， 代入上式可得： 5在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器,塔釜间接蒸汽加热。进料量为1000kmol/h，含苯0。4，要求塔顶馏出液中含苯0.9(以上均为摩尔分率)，苯的回收率不低于90%,泡点进料，泡点回流。已知a=2.5，取回流比为最小回流比的1。5倍。试求：(1）塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw；(2）最小回流比；(3）精馏段操作线方程;(4)提馏段操作线方程；（5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成为多少？（6）若改用饱和蒸汽进料，仍用（4）中所用回流比，所需理论板数为多少？解：(1）塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw； 由 ，得： W=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算 得 (2）最小回流比； 泡点进料，q=1， (3) 精馏段操作线方程； (4) 提馏段操作线方程； 则 （5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成 由操作线方程 得 (6）若改用饱和蒸汽进料，仍用(4）中所用回流比，所需理论板数又为多少。饱和蒸气进料， q=0，由 得 因 ， 故 6 用一连续精馏塔分离苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔顶馏出液中含苯0。95（以上均为摩尔分率）。原料液为气液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔数比）。苯-甲苯的平均相对挥发度为2。5，回流比为最小回流比的2倍,试求：（1） 原料液中汽相及液相的组成；（2） 最小回流比；（3） 若塔顶采用全凝器，求从塔顶往下数第二快理论板下降的液体组成。解:（1）设原料液液相组成为，汽相组成为（均为摩尔分率）则 （1) （2）联立（1）式和（2）式，可得： （2） 因 q=2/3， （3) (4） 联立（3)和（4) 可得: 所以 (3）精馏段操作线方程为 R=21。8=3.6 则 由 得 7有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组分的组成为60（摩尔百分率，以下同），于泡点下送入精馏塔中,要求馏出液中易挥发组分组成不小于90%,残液中易挥发组分组成不大于2%,试用计算方法求以下各项:（1） 每获得馏出液时原料液用量；（2） 若回流比为1.5，它相当于最小回流比的若干倍；（3） 回流比为1.5时，精馏段需若干层理论板；（4） 假设料液加到板上后,加料板上溶液的组成不变，仍为0。6，求上升到加料板上蒸汽相的组成.解 （1） 原料液用量依题意知馏出液量,在全塔范围内列总物料及易挥发组分的衡算，得： 或 由上二式解得，收集的馏出液需用原料液量为： （2） 回流比为最小回流比的倍数以相对挥发度表示的相平衡关系为： 当时,与之平衡的气相组成为: 由于是泡点进料，在最小回流比下的操作线斜率为： 因此解得 故操作回流比为最小回流比的倍（3） 精馏段理论板数当回流比，相对挥发度为3时，精馏段的平衡关系为式所示,操作线为： 由于采用全凝器,故，将此值代入式解得。然后再利用式算出，又利用式算出,直至算出的等于或小于为止。兹将计算结果列于本例附表中。板的序号气相组成液相组成120.9 0.810.750.5870.6（4） 上升到加料板的蒸汽相组成提馏段操作线方程为： 由于泡点进料，故。又 及 将以上数据代入提馏段操作线方程：由题意知,料液加到板上后，板上液相组成仍为0.6，故上升到加料板的蒸汽相组成为:8用常压精馏塔分离某二元混合物，其平均相对挥发度为a=2，原料液量F=10kmol/h，饱和蒸气进料，进料浓度xF=0。5（摩尔分率，下同），馏出液浓度xD=0。9，易挥发组份的回收率为90,回流比R=2Rmin,塔顶为全凝器，塔底为间接蒸气加热，求:（1)馏出液量及釜残液组成?(2）从第一块塔板下降的液体组成x1为多少？（3)最小回流比？（4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h?（5）提馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h？解：（1)馏出液量及釜残液组成； F=D+W W=F-D=10-5=5kmol/h (2）从第一块塔板下降的液体组成x1； 塔顶为全凝器, 故 , （3)最小回流比； 饱和蒸气进料 q=0， 由 得 , （4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h； V=（R+1）D=（22.35 + 1）5=28.5kmol/h（5)提馏